CN114748980B - 合成气分离提取h2/co的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺 - Google Patents

合成气分离提取h2/co的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺 Download PDF

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Abstract

本发明公开了合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，是以变压吸附为基础，包括多塔中温变压吸附浓缩系统、多塔中温中间气变压吸附系统、甲烷氢提氢变压吸附系统、浓缩气变温吸附系统，形成一个合成气脱酸气及分离提取高纯度高收率的H2与CO产品气的全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA系统，实现了轴向流固定床变压吸附基础上的模拟旋转移动床变压吸附及变温吸附中的吸附与解吸多步骤的循环操作，在实现收率与纯度“双高”及避免深度吸附的同时，适用于合成气相应的流量、组分浓度、压力或温度的波动工况，克服了现有技术包括固定床、循环床、流化床、旋转轮吸附及模拟移动床工艺的缺陷。

Description

合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺
技术领域
本发明涉及含氢气(H2)与一氧化碳(CO)合成气的变压吸附(PSA)分离H2与CO领域，更具体的说是涉及合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺。
背景技术
合成气是以氢气(H2)与一氧化碳(CO)为主要组分的混合气体，主要用来生产合成氨、甲醇、二甲醚、乙二醇、天然气、醋酸(酐)、丁辛醇、合成油、燃料气，以及基于甲醇的化学品、合成烯烃和材料。合成气是碳一化工的基础原料。
合成气主要通过化石原料进行气化获得，比如煤炭、天然气与石油，其中，煤气化是合成气最主要的制备方法，其在400～1,600℃的高温及0.01～7.0MPa压力下在特定的气化剂与气化炉发生热裂解与气化反应，生成的合成气组分大致为，CO+H2：40～85％(体积比，以下类同)，甲烷：3～20％，二氧化碳(CO2)：4～20％，硫化氢(H2S)：0.01～1.0％，氮气：0.1～15％，其他组分包括焦油、灰分等。煤气化产生的高温粗合成气先经过热量回收、激冷与由旋风分离器与洗涤塔组成的初步净化脱渣除尘除黑水后，得到干净的净化合成气，其温度一般在200～400℃以上，压力0.01～6.0MPa。本发明所涉及的原料气合成气，即为干净的净化合成气。此外，天然气、重油等氧化或部分氧化也能获得比煤制合成气更干净的合成气，其组成也与煤制的净化后的合成气相仿，甲烷与CO2含量比较高，也归入本发明所述的合成气原料气体。
经过初步净化后的合成气，还需经过低温甲醇洗工艺等脱除其中的酸性组分CO2、H2S等净化后，经过碳氢比的调配进行合成生产合成氨、合成油、合成天然气、甲醇及基于甲醇的烯烃、甲基叔丁基醚(MTBE)、甲基丙烯酸甲酯(MMA)、甲胺等一系列产品与材料。而在乙二醇、醋酸(酐)、煤制氢等生产中，需要将合成气中的CO与H2分离，或羰基化，或加氢实现CO与H2的分别利用，其中，合成气脱除酸性组分的净化主要有低温甲醇洗(Rectisol)法与NHD(聚乙二醇二甲醚)法，处理规模大，工艺成熟，但能耗较高，吸收剂对合成气中的甲烷、烃类及CO2有一定的溶解度而使得甲醇吸收剂消耗量大，合成气杂质多，对后期的H2与CO分离仍需深冷或PSA或其它分离方法有较大的负面影响。此外，低温甲醇洗仅仅作为合成气的净化方法，无法对合成气中的H2与CO进行分离。
采用膜分离方法来净化脱除合成气中的酸性组分技术与专利，而对于以煤为原料气化而来的合成气，其所含的酸性组分浓度一般低于10％，其膜分离净化过程中的渗透效率就低，需要加大原料气体压力才能保证酸性组分一定的分压与膜分离的推动力，实现膜分离净化脱除酸性组分的有效性。其次，一般合成气处理规模非常庞大，采用膜分离净化脱除酸性组分，需要提供足够的过滤膜面积，从而导致膜分离投资巨大。另外，膜分离应用时，要求进料气体中没有或少含诸如水、高碳烃、有机溶剂(如甲醇)、油质、细微粉尘颗粒等杂质，防止有机膜被污染或溶胀而导致膜的渗透量急剧下降的不利后果。所以，在工业上几乎没有采用膜分离法来直接净化脱除煤制合成气中的酸性组分装置。不过，膜分离因其简单、设备体积小等优势，在海洋石油平台上对海洋石油伴生气或天然气中净化脱除酸性组分，以及天然气制合成气等领域中，因处理量较小及场地受限或这些原料气体中的酸性组分浓度较高，膜分离法具有其独特的优势并获得广泛应用。
以合成气为原料气体生产乙二醇、丁辛醇、醋酸(酐)，以及分别获得CO与H2产品的工况中，需要进一步将净化后的合成气进行H2与CO的分离。合成气H2/CO分离方法主要有深冷分离、膜分离，以及变压吸附(PSA)三种。深冷由于需要进一步的低温精馏，非常耗能，但收率与纯度比较高；膜分离法工艺简单、占地小，收率高，但无法获得纯度高的合格H2或CO。加之膜分离法投资高，膜材料精贵，需要进口和复杂的预处理用以防止膜被污染或溶胀等；PSA分离法是近几年发展较快，并在国内逐步替代深冷，以北大先锋开发的负载活性组分选择性化学吸附CO来实现H2/CO分离的专利及专有技术为代表。PSA法虽然能耗低、工艺简单，但其纯度与收率相对比较低，且纯度与收率受到净化的合成气中新引入的大量N2杂质和原有的甲烷、烃类等杂质影响非常大，尤其是大量的N2进入H2/CO分离体系中，大大增加了PSA工序的操作负荷、投资与成本，H2产品与CO产品的纯度与收率不能同时提高，一般H2纯度为99.9％时，其收率仅为80～90％，而CO纯度仅在98％，其收率低于85％。另外，北大先锋的PSA法是在60～80℃的温度范围操作，需要把低温甲醇洗净化后得到温度为-75～-34℃的合成气加热，极大地增加了能耗，这是低温甲醇洗的吸收方法与变压吸附(PSA)两个工序过于独立而未形成一个有机整体所造成的。
此外，初步净化合成气进行PSA分离提取H2/CO的现有技术中，已公开的专利号为201610198564X的“一种采用全温程变压吸附(FTrPSA)的合成气净化与分离方法”的专利具有典型代表性，虽然能够做到高纯度与高收率提取H2与CO，但其仍有着明显的一些缺点，第一，其工艺是利用两段传统的轴向流固定床吸附塔与相应配套多达上百个程序控制阀与调节阀，阀门极易受到原料气中一些重组分杂质波动的影响而出现泄漏、磨损或其它故障，导致工艺系统的稳定性与安全性差；第二，工艺流程长，占地面积大，投资与操作成本高；第三，该工艺产生的浓缩气采用了成熟度低且容易造成膜污染而使得膜使用寿命大幅度缩短的膜分离工艺，使得操作稳定性进一步下降，成本上升；第四，从第二段的中温PSA提氢工序中得到的解吸气没有充分利用，既增加了系统的排放，又浪费了富甲烷解吸气的综合利用，能耗随之增加；第五，H2与CO的纯度与收率仍比较小。
传统的PSA轴向流固定吸附床层，即，吸附剂固定装载于吸附塔内，物流经过连接管道从吸附塔的底部或顶部进出，物流至上而下或自下而上与固定的吸附剂(固体)进行接触传质。一般PSA工艺至少4个吸附塔串联才能实现有均压的吸附与解吸的循环操作，而进出每个吸附塔的物流需要对应的控制阀及调节阀进行控制，如物流流量、流经固定床吸附床层的时间、压力等。其特征在于：
①设备简单，大多是圆形筒柱状，常为垂直安装，也称其为立式塔，占地面积小，安装方便，吸附剂装填也比较方便。但若处理量增加，由于受到立式吸附塔直径或高度的限制，一般只能串联或并联更多的吸附塔，占地面积会增加，吸附剂装填量也随之增加。
②轴向流固定床层吸附塔有较大的高径比，有较好的动力学效果，一般为3～6，产品纯度要求越高，高径比就越大，但床层阻力较大，需要控制径向扩散，并且在处理量增加或均压次数增加以便提高收率时增加吸附塔数量，相应的每个吸附塔的程序控制阀或调节阀数量也随之上升，进而投资成本大幅度上升，同时也会导致整个装置的稳定性与可靠性下降。
③能获得较高纯度的产品，但收率因吸附塔内装填的吸附剂较多导致吸附塔内的死空间率较高而有所降低，存在着较为明显的“产品纯度越高收率就越低，反之亦然”的“纯度与收率呈反比”关系的矛盾。
④AFB吸附床工艺可通过增加吸附塔的数量来实现多次均压以达到充分利用各个塔的压力以及吸附塔内死空间里的有效组分回收，进一步利用了压能及提高了收率，可在一定程度上缓解“纯度与收率呈反比”关系的矛盾，但是相应的吸附塔数量、程控阀门及调节阀、管道等设备数量随之也增加，设备投资增加，而操作稳定性下降。同时，均压次数的增加，并不能使得收率也随之增加，比如，对于合成气PSA脱酸气分离H2/CO过程，在吸附压力为2.0～3.0MPa范围内，均压次数在超过3次时，每增加一次均压的边际收率是下降的，而设备投资却大幅度增加，由此，均压次数超过3次的技术经济性不佳。
⑤配套于各个AFB床层的程序控制阀门的开关切换会导致吸附床层中流动气体的瞬间脉冲，对传质所需的均匀层流或平流的气流分布产生较大的扰动，影响传质效率，开关切换频率越高，扰动就越频繁，传质过程受影响就越大。
⑥AFB床层所依赖的吸附模型与设计都比较成熟，一般比较适合于相对吸附分离系数比较大的体系，比如，合成气中主要的酸性组分CO2与非吸附质H2/CO之间的分离系数大于3，采用AFB床层比较容易脱除酸性组分CO2，但对于相对分离系数较小的H2/CO体系而言，AFB床层的分离效率就比较低，需要更大的高径比，同时也需要更高的吸附压力，使得未脱除干净的少量酸性杂质组分在H2/CO高径比高压吸附塔内的深度吸附加剧，导致H2/CO分离效率大幅度降低，包括H2与CO纯度受到影响。
为克服包括轴向流固定床PSA(FBPSA)工艺吸附剂装填量多、阻力大、气流分布复杂、控制阀门组件多装置稳定性降低、产品纯度与收率呈反比关系的矛盾突出等诸多缺点，国内外已相继开发了循环床(CMB)、流化床(FMB)、转轮移动床(RWB)及模拟移动床(SMB)等移动床(MB)吸附工艺，但这些移动床吸附工艺也有自身的缺陷，同时也基本放弃了固定床吸附工艺的优势。
①循环床(CMB)吸附是床层中的吸附剂自上而下移动，与自下而上的原料气进行逆流接触而使得原料气体得到分离或提纯，而吸附饱和了的吸附剂从床层底部流出后经提升器进入专门的再生器中进行再生后，再返回到循环床中进行吸附。其运行特征是，工艺物流(气体)进出吸附床层的位置是固定的，而吸附剂是移动的。虽然CMB工艺中的气(原料气)固(吸附剂)两相进行传质时能够达到两相组成在床层的任一点都不随时间而变化的“稳定状态(稳态)”，传质效率最高，所需的吸附剂用量最小且能够达到高纯度与高收率的分离或净化效果，但存在明显的吸附剂磨损大、输送固体吸附剂比固定床(FB)中仅输送气体要困难的多、不适合PSA操作、在TSA(变温吸附)中再生需要消耗大量的再生载气等缺点。目前，在工业中很少使用CMB工艺进行吸附质浓度较高工况的PSA气体主体分离或净化提纯，尤其是合成气相对分离系数较小的H2与CO分离体系，无法采用CMB工艺。
②流化床(FMB)吸附又称沸腾床吸附，是将具有相对高流速的原料气体混合物，由下往上通过一个置于筛板(多孔板)上的比较薄的吸附剂层，吸附剂被上升的气流轻轻托起，犹如沸腾的水一样，形成流化状态。在这样的状态下气固能充分接触，传质、传热效果好。其操作运行特征与循环床(CMB)类似，工艺物流(气体)进出吸附床层的位置是固定的，而吸附剂也是移动的，只不过在流化床(FMB)吸附工艺的操作中，吸附剂是不被移出吸附床层，其再生仍然在同一个吸附床层中进行，这与循环床(CMB)中吸附剂是移出吸附床层而进入专门的再生塔有所不同。正因如此，流化床(FMB)操作中的吸附剂损耗要比循环床(CMB)小，并且由于流动的吸附剂散热效果好，在处理高活性的易挥发有机蒸汽(VOCs)时，不会因反应而局部蓄热引发活性炭吸附剂的燃烧；也适宜于大气量、连续稳定气源的废气治理，常用于工业中脱除水分或痕量毒性物质以及回收溶剂等。但是，流化床(FMB)吸附仍然与循环床(CMB)吸附工艺类似，其存在着吸附剂磨损较大、不适合吸附质浓度过高或相对分离系数较小的PSA主体分离工况、在TSA(变温吸附)中再生需要消耗大量的再生载气等缺点。目前，流化床(FMB)吸附工艺已在吸附剂运输(吸附塔内)的可靠性(吸附剂强度)、在吸附和再生区内没有物理损坏(吸附剂强度增强及气体流速控制良好)以及经济方面取得一定的进展，适用于处理量较大的VOCs废气净化的场合，但不适合用于合成气脱酸气及相对分离系数较小的H2/CO体系的主体分离的场合。
③转轮移动床(RWB)包括转轮变温吸附(RWTSA)与转轮变压吸附(RWPSA)工艺，其中，RWPSA工艺适合于PSA分离及净化，其运行方式属于连续方式，而它的吸附剂是固定在容器(吸附室)中不作相对的运动，但是，吸附剂作为一个整体却通过驱动机构的带动作旋转运动，而工艺物流(气体)，包括原料气、产品气、均压气、终充气、冲洗气、逆放气(解吸气)等的进出转轮吸附器的位置是固定的。其中，该吸附器包括有吸附转轮和上阀板与下阀板形成一个装配整体组成吸附器。而吸附转轮被分割成若干具有吸附、均压、逆放、冲洗和终充的吸附扇形室。其中，每个吸附扇形室互不串气，在转轮旋转过程中将经历吸附、均压、逆放、冲洗和充压步骤，并分别在不同的吸附扇形室中同时进行的。因而，转轮PSA(RWPSA)实际上属于移动床吸附，其明显的优势在于，改变了经典的移动床吸附诸如CMB、FMB等工艺无法适用于PSA主体分离或净化过程的缺陷，大幅度降低了传统的固定床PSA吸附剂装填量，提高了吸附效率，产品气纯度高且收率高，在一定程度上突破了轴向流固定床PSA纯度与收率呈反比的技术瓶颈。但是，RWPSA也存在着明显的缺点，主要包括，1)吸附转轮直径及高度(厚度)受到较大限制，导致吸附处理规模不够大，这是由于RWPSA本质上是移动床，要达到类似循环床或流化床等这些典型移动床吸附工艺的“稳态”传质，其轴向传质扩散或径向传质扩散必须受到限制；2)转轮PSA设备制造复杂，尤其是带有均压的设备更复杂，且均压次数不超过2次，目前多为国外公司制造，成本较高；3)比较适合于单一吸附质组分的快速吸附与快速解吸且该吸附质组分的吸附机理以动力学吸附为主的工况，比如转化气的RWPSA吸附CO2提纯H2，但不适合合成气这类具有复杂组分的酸气脱除且H2与CO相对分离系数较小的工况；4)吸附剂在旋转时容易发生因剪切力的存在引起的抛摔，导致工艺物流气体在吸附床层中发生偏流或短流，使得传质效率大打折扣，吸附剂更容易粉化导致吸附剂使用寿命缩短；5)RWPSA工艺的吸附与解吸循环操作步骤有限，基本上是定压定速的，很难在循环操作步骤中加以调整以应对原料气浓度或压力波动；6)适用于单一吸附剂的吸附功效，不太适合由多种吸附剂组成的复合吸附床层，进而，不易对容易产生共吸附的双组分或以上的吸附质组分的混合气体进行分离或净化，比如合成气。而传统的固定床吸附工艺，可以组成复合床层来应对多吸附质组分的混合气体的主体分离和净化；7)RWPSA工艺难以实现真空解吸；8)转轮吸附大多数是用于变温吸附(TSA)且以净化为主的工况，而转轮PSA(RWPSA)适用的工况比较少。针对RWPSA一些缺陷，加拿大的QuestAir Technologies Inc公司业已开发的更为先进的RWPSA工艺——快速循环PSA(Fast Cycle PSA，FCPSA)，其核心技术是以整体结构型吸附剂替代传统的颗粒吸附剂，以及以旋转组合阀替代转轮吸附器中的上下固定的阀板，实现吸附剂转动的同时，工艺物流进出转轮吸附器的位置也相应的变化。FCPSA工艺两个明显的优势在于，第一，由于以大量均一气体通道为特色的三维整体结构吸附剂，具有短的气体扩散路径和接触面积，不仅传质快，而且允许有较大的空塔速度(可达1.6m/s)；第二，由于以低摩擦力、多通道为特色的二个旋转阀门不仅能替代传统的一系列程序控制阀门组及相应的一系列管道，而且可大大地提高阀门的切换速度(可达30ms，而传统的阀门切换速度为2～10s)。由这二个核心技术相结合，实现了循环速度达100次/分钟的快速PSA循环，不仅提高了单位体积吸附剂的产率，也使得吸附器的体积可减少5～15倍，吸附装置体积大为减少(可缩小50倍)。因此，FCPSA工艺业已成为RWPSA以及传统固定吸附床层PSA最有力的替代技术之一。但是，FCPSA工艺也有明显的缺点：1)技术垄断。目前仅为加拿大公司独占，没有授权其它公司使用及制造设备；2)易受原料气中水滴和其它易污染的液滴损害，以及快速的循环使吸附压力容器、吸附剂承受更大的交变应力；3)仍然存在与RWPSA工艺类似的一些缺点，诸如设备制造复杂及制造成本较高、处理规模较为受限、处理的原料气相对简单、适用于以动力学吸附机理为主的工况、吸附模型复杂而难以建立、不易调控以及不具备复合床层的功效等。
④模拟移动床(SMB)吸附工艺是模拟连续逆流移动床的操作，以克服典型的循环床(CMB)、流化床(FMB)等移动床操作中吸附剂容易损耗、再生能耗高等缺点和困难，其分离的基本原理与移动床相似，只是操作上不同，即吸附剂在吸附床内固定不动，工艺物流是通过增设多通道旋转阀(MPV)的旋转来连续不断地改变工艺物流进出吸附塔进出口的位置，以模拟固体吸附剂与工艺物流的逆向对流，以期达到移动床传质的“稳态”效果，由此使得移动床吸附工艺中的吸附剂使用寿命大幅度提升，其主要优势为：1)克服了以循环床(CMB)、流化床(FMB)工艺为代表的移动床(MB)吸附分离过程中吸附剂循环移动导致的磨损及粉尘化缺点，传质效率高，设备简单紧凑，相较于同样处理规模的传统的固定床(FB)吸附工艺所用的吸附剂用量减少至20～50％；2)非常适合于二种相对吸附分离系数较小且固定床吸附工艺难以处理的二元(两种主要需要分离的组分)液相分离体系，尤其适合手性混合物、同分异构体的分离，比如二甲苯(Xylene)分离与提纯、正构烷分离(分子筛脱腊)及萘系物异构体分离、果糖与葡萄糖(C5/C6)分离等。同样也适合以二种相对吸附分离系数较小且动力学吸附机理为主的气体分离及净化，比如空气分离，但对相对分离系数较小的H2/CO体系，由于其不属于动力学吸附机理占主导，进而SMB工艺很难适用于合成气净化与分离；3)SMB吸附工艺适合与吸收或精馏、反应单元耦合，比如工业上的乙苯(EB)或枯烯烷基化反应制备过程的催化反应精馏(CD)；4)适合含量较高的多种吸附质组分进行主体分离，而循环床(CMB)或流化床(FMB)等的移动床(MB)吸附工艺比较适合于单一吸附质组分且浓度相对较低的净化过程，传统的固定床(FB)吸附工艺虽然可以通过复合床层来处理多种吸附质组分的分离，但对于含量较高的多种吸附质组分的分离，容易产生共吸附而导致再生非常困难，分离效率不高，经济性较差；5)大幅度降低了传统固定床多塔吸附的控制阀门数量，使得分离过程变得可控性高、稳定性增加、设备投资下降、生产成本降低；6)吸附剂利用率高，降低了传统固定床吸附剂用量，并且能打破固定吸附床层所具有的“收率与纯度呈反比”的限制，实现产品收率与纯度的“双高”。但是，SMB吸附工艺也有一些明显的劣势：1)SMB吸附工艺多用于液相分离且比较成熟，单套装置处理能力已达到4～10万吨/年以上，包括国内外在混合二甲苯分离与提纯、C5/C6分离等石化装置及葡萄糖/果糖分离装置等；而对于气体分离，目前国内外仅限于小规模开发，实际上工业规模装置也比较少见，这是由于气体在吸附塔中还存在着轴向分散，使得SMB实际操作中不太可能实现每个区段的传质点与时间无关的稳态操作，而气相吸附处理量越大，传质过程的轴向扩散就越明显(而轴向扩散恰恰是固定床吸附所具有的传质特征)，SMB工艺的效果就越差。因而，传质过程也限制了SMB工艺在气体分离的应用；2)SMB工艺操作中需要对所分离的体系选择合适的吸附剂与解吸剂，其中，吸附剂必须有较高的吸附容量与选择性、对有待分离的物料组分的质量与工艺的安全性、对吸附质吸附-解吸速率快、使用寿命长、操作条件稳定等，并且与SMB工艺配套的通常是蜂窝状或捆绑式的整体吸附剂，国内开发的商业化不多见。而解吸剂必须与吸附剂及物料中各组分相匹配，比如解吸剂D要比二元混合物中吸附质A与B组分的吸附能力略强或介于A、B之间的，才能发生置换或溶解(再生)，同时，对吸附剂选择性无干扰，而本身却又不能被强烈的吸附并容易从抽余物流或抽出物流中分离出来。因而，在SMB工艺中，解吸剂的选择相对困难，其与选择的吸附剂及分离对象与工艺有着密切关联，但也常常因受到解吸剂的选择限制，使得SMB工艺应用也相应地受到了很大的限制；3)对原料组分或状况波动的适应能力差。由于多通道旋转阀的控制必须与SMB床层每个区段是定周期的切换连接，旋转阀与SMB吸附床层中的物流的流量与压力基本上都是定值控制，加之解吸剂、冲洗剂的选择与吸附剂、原料及工艺密切联系在一起的。因此，当原料组分或流量或压力出现较大的波动时，SMB的吸附分离效率就会受到很大的影响。即使旋转阀门可以通过调节旋转速率及调节通道所开的多孔连接处开与关等手段来适应这种波动性，但SMB吸附床层事先已区分好的区段数及进出的周期是无法调整的，这也是SMB工艺装置的操作弹性偏小的原因之一；4)SMB吸附工艺不太适应用于PSA分离与净化，这是由于常规的变压操作无法在SMB床层中同时实现“快速吸附与快速解吸”从而达到传质的“稳态”；5)通过SMB吸附工艺很难获得纯度很高的产品，尤其是气体产品。这是由于各种工艺物流在多通道旋转阀的通道内定期的交叉流动，即使引入一次或多次冲洗，仍然避免不了交叉流动产生的“交叉污染”，而这种“交叉污染”引入SMB床层中，要实现SMB床层中“快速吸附与快速解吸”的传质“稳态”，其床层本身无法再发挥进一步吸附与解吸这些额外的“交叉污染”；6)国内工业化还有待许多硬件和控制问题需要经过研发得以解决，包括SMB吸附塔放大(克服轴向分散)、配套SMB的多通道旋转阀(MPV)制造、配套的高效吸附剂与解吸剂的选择，以及引进成本的高昂等。
发明内容
针对前述现有合成气PSA脱酸气与分离提纯H2/CO的各种固定床(FB)与移动床(MB)吸附工艺的一些问题，本发明提出了一种全温程模拟旋转移动变压吸附(FullTemperature range Simulated Rotated Moving PSA——FTrSRMPSA)新工艺用于初步净化后的净化合成气PSA脱除以CO2为主的酸气杂质组分及分离提取相对分离系数较小的H2与CO，该工艺是一种以变压吸附(PSA)为基础，充分利用合成气自带的温度与压力、原料气体中H2-CO与主要酸性组分CO2杂质组分及H2与CO组分在压力为0.2～3.0MPa、温度为10～80℃范围内的吸附分离系数及物理化学性质的差异性，将置于上下两个多通道旋转阀中央且在其周围安置于一圆环形旋转托盘上多个轴向流固定床吸附塔并通过管道连接以及调控旋转方向与旋转速度、圆环形旋转托盘旋转方向与旋转速度所构成的中温变压吸附浓缩系统与中间气中温变压吸附系统，将置于一多通道旋转阀中央且在其周围安置于一圆环形旋转托盘上多个轴向流固定床吸附塔并通过管道连接以及调控旋转方向与旋转速度、圆环形旋转托盘旋转方向与旋转速度所构成的甲烷氢提氢变压吸附系统，将置于一多通道旋转阀中央且在其周围安置于一圆环形旋转托盘上多个轴向流固定床吸附塔并通过管道连接以及调控旋转方向与旋转速度、圆环形旋转托盘旋转方向与旋转速度所构成的浓缩气变温吸附净化系统，形成一个合成气脱酸气及分离提取高纯度高收率的H2与CO产品气的全温程模拟旋转移动床变压吸附(FTrSRMPSA)系统，使得流经各个旋转阀通道及通道进出口端与圆环形旋转托盘上的吸附塔进出口端连接的管道及吸附塔中旋转移动的吸附床层的气体，在不断地通过进出每个吸附塔进出口的位置及每个吸附床层在旋转同时完成各自的吸附与解吸步骤的传质，进而形成了三个系统“模拟旋转移动床”的变压吸附或变温吸附过程，实现了轴向流固定床变压吸附基础上的模拟旋转移动床变压吸附及变温吸附过程，使得吸附与解吸多步骤的循环操作，在实现收率与纯度“双高”及避免深度吸附的同时，适用于合成气相应的流量、组分浓度、压力或温度的波动工况，充分利用了轴向流固定床变压吸附/变温吸附及现有技术包括循环床、流化床、旋转轮吸附及模拟移动床的各种优势，克服了这些现有技术工艺的缺陷，具体方案如下：
合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，所述的全温程模拟旋转移动床变压吸附系统，包括一n(4≤n≤10自然整数)个吸附塔的多塔中温变压吸附浓缩系统(含驱动机构)、一n’(4≤n’≤10自然整数)个吸附塔的多塔中温中间气变压吸附系统(含驱动机构)、一个4塔甲烷氢变压吸附提氢系统(含驱动机构)、一个3塔浓缩气变温吸附净化系统(含驱动机构)、CO产品气/H2产品气/原料气/甲烷氢/浓缩气缓冲罐、供冷热再生气换热的换热1(冷却)/换热2(加热)、中间气一次性(吸附剂无需再生)净化吸附器、甲烷氢压缩机、催化燃烧与吸收处理系统以及相应的物料与工艺管道所组成，其中，n个装载有多种吸附剂且有一定高径比的轴向流固定复合床吸附塔(简称“n吸附塔”)的中温变压吸附浓缩系统与n’个装载有多种吸附剂且有一定高径比的轴向流固定复合床吸附塔(简称“n’吸附塔”)的中温中间气变压吸附系统，是由n吸附塔与n’吸附塔分别均匀间隔安置在一个以旋转速度为ω2(秒/周转)的圆环形旋转托盘上的(n+n’)个吸附塔及相应的驱动机构、m(5≤m≤36自然整数)个通道与m’(5≤m’≤36自然整数)个通道并安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω1(秒/周转)与ω1’(秒/周转)的上下两个独立旋转的多通道旋转阀，上面的旋转阀简称“m通道旋转阀”，下面的旋转阀简称“m’通道旋转阀”，其m与m’通道进出口端分别通过与圆环形旋转托盘内置管道及对应的n吸附塔/n’吸附塔进出口端相连，连接原料气/浓缩气/甲烷氢/CO产品缓冲罐及中间气净化吸附器的物料与工艺管道分别与m/m’通道旋转阀进出口、旋转托盘内置管道进出口及n/n’吸附塔进出口端相连所组成，其中，4塔甲烷氢变压吸附提氢系统是由一个装载有多种吸附剂的4个轴向流且具有一定高径比的轴向流固定复合床层吸附塔安置在一个旋转速度为ω12的圆环形旋转托盘及相应的驱动机构、安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω11的7通道旋转阀，其7个通道进出口端分别通过与圆环形旋转托盘内置管道及对应的4个吸附塔进出口端相连，连接甲烷氢缓冲罐及甲烷氢压缩机的物料与工艺管道与7通道旋转阀进出口、旋转托盘内置管道进出口及4个吸附塔进出口端相连所组成，其中，3塔浓缩气变温吸附净化系统是由装载有一种或多种吸附剂的3个轴向流且具有一定高径比的轴向流固定床层吸附塔安置在一个以旋转速度为ω22的圆环形旋转托盘上的3个吸附塔及相应的驱动机构、有6个通道并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度为ω21的旋转阀、换热1(冷却)/换热2(加热)、H2产品气缓冲罐/甲烷氢缓冲罐/浓缩气缓冲罐、甲烷氢为冷再生气/4塔甲烷氢变压吸附提氢系统富甲烷解吸气为热再生气/富甲烷燃烧气、冷再生废气返回中温变压吸附系统的一次性净化吸附器、净化浓缩气返回至原料气缓冲罐、催化燃烧与吸收系统，以及连接6通道旋转阀进出口、圆环形旋转托盘内置管道进出口、3个吸附塔进出口、换热1/2进出口、H2产品气/甲烷氢/浓缩气缓冲罐进出口、催化燃烧与吸收系统的进出口以及相应的物料与工艺管道所组成，具体工艺流程为，经过初步净化后的合成气为原料气，从原料气缓冲罐流出进入中温变压吸附浓缩系统中的m通道旋转阀通道以及连接于圆环形旋转托盘内置管道进入n吸附塔中的某个吸附塔进行中温变压吸附浓缩工序，从系统中连续产出的富含有酸气组分及少量非吸附相组分(H2与CO为主)的吸附相浓缩气(CG)进入浓缩气(CG)缓冲罐待用，同时，从系统中连续产出的富含H2/CO及CH4的非吸附相的中间气(IG)，经装载有一次性活性炭吸附剂的净化吸附器脱除其中的残留酸性气体杂质后所形成的净化中间气(PIG)，作为中间气中温变压吸附系统的原料气进入中间气中温变压吸附系统中的m’通道旋转阀通道以及连接于圆环形旋转托盘内置管道进入n’吸附塔中的吸附塔进行甲烷氢中温变压吸附工序，从该工序吸附塔的吸附相中连续流出纯度大于等于99.9％、收率大于98％的CO产品气进入CO产品缓冲罐后输出，同时，从非吸附相中连续产出的富含H2及CH4的非吸附相气体甲烷氢，一部分经压缩机压缩至2.0～2.6MPa后进入4塔甲烷氢变压吸附提氢系统，其中的低压逆放气(LPD)形成的富甲烷解吸气(CH4D)的压力为0.3～0.4MPa，满足一般燃料气管网的压力要求，从非吸附相中连续产出纯度大于等于99.99％、收率大于等于98％的高纯度H2产品气而进入H2产品缓冲罐后输出，从吸附相连续流出的富甲烷解吸气(CH4D)一部分经换热2(加热)至120～160℃作为3塔浓缩气变温吸附净化系统的热再生气(HR)进行热再生(HR)，来自浓缩气(CG)缓冲罐的浓缩气(CG)作为原料气进入3塔浓缩气变温吸附净化系统中的6通道并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度为ω21的旋转阀通道并经旋转速度为ω22的圆环形旋转托盘内置管道与3个吸附塔处于吸附步骤的吸附塔进口端连接的工艺及物料管道而进入吸附塔进行吸附(A)，其中的酸气组分作为吸附质被吸附，脱除酸气组分的浓缩气为非吸附相气体——净化浓缩气(PCG)作为原料气(F)返回到原料气(F)缓冲罐中循环使用，该系统中来自4塔甲烷氢变压吸附提氢系统的富甲烷解吸气(CH4D)并经过换热2加热后作为热再生气(HR)，以及来自甲烷氢缓冲罐中的一部分甲烷氢并经换热1冷却至常温作为冷再生气(CR)，冷再生(CR)产生的冷再生废气(CRW)作为中间气(IG)返回到中间气中温变压吸附系统中的一次性净化吸附器进行净化后形成的净化中间气(PIG)进入到中间气中温变压吸附系统，进一步回收有效组分H2与CO，热再生(HR)产生的热再生废气(HRW)进入以一部分低压(0.3～0.4MPa)富甲烷解吸气(CH4D)作为燃料气的催化燃烧与吸收处理系统，从中产生的无害化废液/废固输出去进一步处理，产生的废气直接排放，由此，构成一个完整的以初步净化合成气为原料气“高纯度、高收率”的制取H2与CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附(FTrSRMPSA)分离与净化工艺，从预净化的合成气为原料气中获得纯度大于等于99.99％、收率大于等于98％的高纯度H2产品气(H2PG)与纯度大于等于99.9％、收率大于98％的CO产品气(COPG)。
更进一步的，所述的合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，所述的原料气，或来自以煤或天然气或烷烃类化合物或重油或其它碳氢(氧)化合物为原料造气制得的且经过初步净化的合成气，典型组分为，45～80％(v/v)H2、10～30％CO、1～10％CH4，以及含CO2、H2S等酸气组分及惰性气体1～5％，压力为0.2～4.0MPa，温度为10～100℃。
更进一步的，所述的合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，所述的中温变压吸附浓缩系统与中温中间气变压吸附系统中的m及m’通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度(ω1/ω1’与ω2)之间的调控匹配，包括，1)同向同步，顺时针或逆时针方向的同向旋转，且，ω1＝ω1’＝ω2/≠0，2)同向异步，顺时针或逆时针方向的同向旋转，且，ω1＝ω1’＞ω2或ω1＝ω1’＜ω2或ω1＝ω1’≠0/ω2＝0或ω1＝ω1’＝0/ω2≠0，3)异向同步，顺时针/逆时针或逆时针/顺时针的异向旋转，且，ω1＝ω1’＝ω2/≠0，4)异向异步，顺时针/逆时针或逆时针/顺时针的异向旋转，其中，ω1与ω1’始终同向同步，优选的，同向同步与同向异步的顺时针或逆时针方向的同向旋转且ω1＝ω1’＞ω2或ω1＝ω1’≠0/ω2＝0或ω1＝ω1’＝0/ω2≠0，且，ω1与ω1’始终同向同步。
更进一步的，所述的合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，所述的中温变压吸附浓缩系统中的n个吸附塔先后交替经历吸附(A)-均压降(ED)/顺放(PP)-逆放(D)/冲洗(P)-均压升(ER)/等待区(-)-终充(FR)的吸附与解吸循环操作步骤，其中，均压次数最多为2次，包括一次均压降(E1D)/一次均压升(E1R)与二次均压降(E2D)/二次均压升(E2R)，顺放(PP)与等待(-)步骤需依据变压吸附循环操作过程中的每个吸附塔交替时序灵活安置。
更进一步的，所述的合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，所述的中温中间气变压吸附系统中的n’个吸附塔先后交替经历吸附(A)-均压降(ED)/顺放(PP)-逆放(D)/冲洗(P)-均压升(ER)/等待区(-)-终充(FR)的吸附与解吸循环操作步骤，其中，均压次数最多为2次，包括一次均压降(E1D)/一次均压升(E1R)与二次均压降(E2D)/二次均压升(E2R)，顺放(PP)与等待(-)步骤需依据变压吸附循环操作过程中的每个吸附塔交替时序灵活安置。
更进一步的，所述的合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，所述的4塔甲烷氢变压吸附提氢系统，每个吸附塔随着7通道旋转阀及圆环形旋转托盘同向同步旋转而均经历高压吸附(HPA)-一次均压降(E1D)/二次均压降(E2D)/顺放(PP)-低压逆放(LPD)/低压冲洗(LPP)-二次均压升(E2R)/一次均压升(E1R)/终充(FR)的吸附与解吸的循环操作步骤，其中，顺放(PP)步骤产生的顺放气(PP)作为低压冲洗气(LPP)，且，7通道旋转阀旋转速度ω11及圆环形旋转托盘旋转速度ω12的取值范围与中温变压吸附浓缩及中温中间气变压吸附系统中的m及m’通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度(ω1/ω1’与ω2)之间的调控匹配有关。
更进一步的，所述的合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，所述的3塔浓缩气变温吸附净化系统中的每一个吸附塔随着6通道旋转阀与圆环形旋转托盘同向同步旋转而经历相同的吸附(A)-热再生(HR)-冷再生(CR)的吸附与再生的变温吸附循环操作步骤，且，6通道旋转阀旋转速度ω21及圆环形旋转托盘旋转速度ω22的取值范围与中温变压吸附浓缩及中温中间气变压吸附系统中的m及m’通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度(ω1/ω1’与ω2)之间的调控匹配有关，又与4塔甲烷氢变压吸附提氢系统的7通道旋转阀旋转速度ω11及圆环形旋转托盘旋转速度ω12有关。
更进一步的，所述的合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，所述的中温变压吸附浓缩与中温中间气变压吸附系统的n吸附塔及n’吸附塔中，分别装载有三氧化二铝、硅胶、活性炭、分子筛、碳分子筛的一种或多种组合吸附剂，以及装载有活性炭、CO选择性高的CO分子筛、负载活性组分的CO分子筛的一种或多种组合吸附剂，优选的，两个系统中的吸附塔内装载二种及以上的多种组合吸附剂形成复合吸附剂床层。
本发明的有益效果是：
(1)通过本发明，可以将传统的全温程固定复合床层PSA/TSA的吸附与解吸循环操作模式模拟变成全温程旋转轮移动床PSA/TSA工艺，获得比固定床层或典型的扇形吸附室旋转轮PSA效率更高的产品H2/CO的纯度与收率，突破了常规与全温程固定吸附床层所具有的“纯度与收率呈反比关系”的技术限制，又大幅度降低了包括旋转轮在内的其它移动床PSA工艺与装备制造复杂性及成本，使得H2/CO产品气的纯度分别大于等于99.9～99.99％，收率大于等于98％。
(2)本发明通过FTrSRMPSA工艺系统运转中一些操作，比如一部分甲烷氢作为冷再生气(CR)对3塔浓缩气变温吸附净化系统进行冷却再生产生的冷再生废气(CRW)作为中间气(IG)返回到中间气中温变压吸附系统，3塔浓缩气变温吸附净化系统流出的净化浓缩气(PCG)作为原料气(F)返回至原料气(F)缓冲罐，从4塔甲烷氢变压吸附提氢系统流出的带压富甲烷解吸气(CH4D)一部分作为3塔浓缩气变温吸附净化系统的热再生气(HR)进行加热再生，产生的浓缩度较高的酸性组分热再生废气(HRW)可以进行催化焚烧与吸收处理且一部分带压富甲烷解吸气(CH4D)作为燃烧气为催化焚烧提供燃料，以及通过4塔中温变压吸附浓缩与4塔中间气变压吸附系统中的上下两个旋转阀与圆环形旋转托盘的旋转速度之间的同向同步的匹配控制而实现从原料气(F)经中间气(IG)及净化中间气(PIG)同时从吸附相与非吸附相中分浓度(分级)进行变压吸附得到第一个吸附相中浓缩气(CG)、第二个吸附相中的CO产品气，以及非吸附相的甲烷氢，而后浓缩气(CG)与甲烷氢分别再进入相应的3塔浓缩气变温吸附净化系统与4塔高压吸附的甲烷氢变压吸附提氢系统而获得满足国家排放要求的废气排放与高纯度H2产品等措施，实现了在初步净化的合成气中从吸附相与非吸附相气体提取H2与CO产品的PSA工艺过程的轴向流固定床层基础上进行的模拟旋转PSA工艺的高纯度与高收率的“双高”
(3)本发明通过对中温变压吸附浓缩系统与中温中间气变压吸附系统的m与m’通道旋转阀与圆环形旋转托盘的旋转方向与旋转速度(ω1/ω1’与ω2)之间的调控匹配，能够在传统的固定床PSA工艺上实现多组合多步骤的吸附与解吸的PSA循环操作，并能灵活地根据产品H2/CO的技术指标要求进行调节且含盖了包括多通道旋转阀与传统的固定床PSA组合工艺以及典型的扇形吸附室旋转轮PSA或快轮PSA的移动床工艺等现有的移动床PSA工艺，同时也对后续的甲烷氢变压吸附提氢系统及浓缩气变温吸附净化系统中的多通道旋转阀及相应的圆环形旋转托盘的旋转速度等操作参数有决定性影响，使得整个FTrSRMPSA工艺过程得以顺利连续地产出H2/CO。
(4)针对已公开的专利号为201610198564X的“一种采用全温程变压吸附(FTrPSA)的合成气净化与分离方法”的专利具有典型代表性的轴向流固定床PSA工艺的缺陷，包括，1)其工艺是利用两段传统的轴向流固定床吸附塔与相应配套多达上百个程序控制阀与调节阀，阀门极易受到原料气中一些重组分杂质波动的影响而出现泄漏、磨损或其它故障，导致工艺系统的稳定性与安全性差；2)工艺流程长，占地面积大，投资与操作成本高；3)该工艺产生的浓缩气采用了成熟度低且容易造成膜污染而使得膜使用寿命大幅度缩短的膜分离工艺，使得操作稳定性进一步下降，成本上升；4)从第二段的中温PSA提氢工序中得到的解吸气没有充分利用，既增加了系统的排放，又浪费了富甲烷解吸气的综合利用，能耗随之增加；5)H2与CO的纯度与收率仍小于本案。而本案实施的FTrSRMPSA工艺技术，克服了上述轴向流固定床FTrPSA工艺存在的缺陷，使得H2/CO的纯度与收率均高于现有技术典型代表的FTrPSA工艺的纯度与收率。
(5)本发明通过m/m’多通道旋转阀与圆环形旋转托盘的旋转方向与旋转速度(ω1/ω1’与ω2)之间的调控匹配来适应于转化气较大的波动工况，包括组分、浓度、压力、流量等的波动，操作弹性较大，并无需旋转轮或快轮PSA工艺所需的昂贵的规整式吸附剂，可采用常规的颗粒吸附剂并组成复合吸附剂床层。
(6)本发明根据合成气原料气及其波动工况和产品H2/CO技术指标的要求，通过调节工艺中各个子系统的多通道旋转阀及圆环形旋转托盘的旋转方向及旋转速度之间的匹配以及吸附压力与温度，对吸附塔的高径比进行调整与设计，使得轴向流固定床中的径向扩散忽略不计而满足轴向流固定床成熟的传质模型，而轴向流扩散随着圆环形旋转托盘旋转速度的加快以及高径比的减少，其影响越来越小，进而使得吸附塔内的传质过程更加趋近循环床为代表的移动床所具有的“稳态”效应，H2/CO产品的纯度与收率更趋向于“双高”。
附图说明
图1为本发明实施例1流程示意图。
具体实施方式
为了使本领域的技术人员更好地理解本发明，下面将结合本发明实施例中的附图对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整的描述。
实施例1
如图1所示，合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其中的全温程模拟旋转移动床变压吸附系统，包括一4(n＝4)个轴向流固定床吸附塔的多塔中温变压吸附浓缩系统(含驱动机构)、一4(n’＝4)个轴向流固定床吸附塔的多塔中温中间气变压吸附系统(含驱动机构)、一个4塔甲烷氢变压吸附提氢系统(含驱动机构)、一个3塔浓缩气变温吸附净化系统(含驱动机构)、CO产品气/H2产品气/原料气/甲烷氢/浓缩气缓冲罐、供冷热再生气换热的换热1(冷却)/换热2(加热)、中间气一次性(吸附剂无需再生)净化吸附器、甲烷氢压缩机、催化燃烧与吸收处理系统以及相应的物料与工艺管道所组成，其中，4个装载有三氧化二铝、硅胶、活性炭与分子筛且高径比为3的轴向流固定复合床吸附塔(简称“n吸附塔”，n＝1、2、3、4)的中温变压吸附浓缩系统与4个装载有活性炭与CO选择性高的CO分子筛且高径比为4的轴向流固定复合床吸附塔(简称“n’吸附塔”，n’＝1’、2’、3’、4’)的中温中间气变压吸附系统，是由n吸附塔与n’吸附塔分别均匀间隔安置在一个以旋转速度为ω2(秒/周转)的圆环形旋转托盘上的(n+n’＝8)个吸附塔及相应的驱动机构、6(m＝6)个通道与6(m’＝6)个通道并安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω1(秒/周转)与ω1’(秒/周转)的上下两个独立旋转的多通道旋转阀，上面的旋转阀简称“m通道旋转阀”，下面的旋转阀简称“m’通道旋转阀”，其m与m’通道旋转阀通道的进出口端分别通过与圆环形旋转托盘内置管道及对应的n吸附塔/n’吸附塔进出口端相连，连接原料气/浓缩气/甲烷氢/CO产品缓冲罐及中间气净化吸附器的物料与工艺管道分别与m/m’通道旋转阀进出口、旋转托盘内置管道进出口及n/n’吸附塔进出口端相连所组成，其中，4塔甲烷氢变压吸附提氢系统是由一个装载有三氧化二铝、硅胶、活性炭、分子筛/碳分子筛的4个轴向流且高径比为4的轴向流固定复合床层吸附塔安置在一个旋转速度为ω12的圆环形旋转托盘及相应的驱动机构、安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω11的7通道旋转阀，其7个通道进出口端分别通过与圆环形旋转托盘内置管道及对应的4个吸附塔进出口端相连，连接甲烷氢缓冲罐及甲烷氢压缩机的物料与工艺管道与7通道旋转阀进出口、旋转托盘内置管道进出口及4个吸附塔进出口端相连所组成，其中，3塔浓缩气变温吸附净化系统是由装载有大孔与中孔活性炭的3个轴向流且高径比为2的轴向流固定床层吸附塔安置在一个以旋转速度为ω22的圆环形旋转托盘上的3个吸附塔及相应的驱动机构、有6个通道并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度为ω21的旋转阀、换热1(冷却)/换热2(加热)、H2产品气缓冲罐/甲烷氢缓冲罐/浓缩气缓冲罐、甲烷氢为冷再生气/4塔甲烷氢变压吸附提氢系统富甲烷解吸气为热再生气/富甲烷燃烧气、冷再生废气返回中温变压吸附系统的一次性净化吸附器、净化浓缩气返回至原料气缓冲罐、催化燃烧与吸收系统，以及连接6通道旋转阀进出口、圆环形旋转托盘内置管道进出口、3个吸附塔进出口、换热1/2进出口、H2产品气/甲烷氢/浓缩气缓冲罐进出口、催化燃烧与吸收系统的进出口以及相应的物料与工艺管道所组成，具体工艺流程为，经过煤气化并经初步净化后的合成气为原料气，典型组分为75％(v/v)H2、25％CO、2％CH4，以及含CO2、H2S等酸气组分及惰性气体3％，压力为0.6～0.8MPa，温度为60～80℃，从原料气缓冲罐流出进入中温变压吸附浓缩系统中的6(m＝6)通道旋转阀通道以及连接于圆环形旋转托盘内置管道进入n吸附塔中的一个吸附塔(如n＝1)进行中温变压吸附浓缩工序，从系统中连续产出的富含有酸气组分及少量非吸附相组分(H2与CO为主)的吸附相浓缩气(CG)进入浓缩气(CG)缓冲罐待用，同时，从系统中连续产出的富含H2/CO及CH4的非吸附相的中间气(IG)，经装载有一次性活性炭吸附剂的净化吸附器脱除其中的残留酸性气体杂质后所形成的净化中间气(PIG)，作为中间气中温变压吸附系统的原料气进入中间气中温变压吸附系统中的6(m’＝6)通道旋转阀通道以及连接于圆环形旋转托盘内置管道进入n’吸附塔中的吸附塔(如n’＝1)进行中间气中温变压吸附工序，从该工序吸附塔的吸附相中连续流出纯度大于等于99.9％、收率大于98％的CO产品气进入CO产品缓冲罐后输出，同时，从非吸附相中连续产出的富含H2及CH4的非吸附相气体甲烷氢，其70％经压缩机压缩至2.0～2.6MPa后进入4塔甲烷氢变压吸附提氢系统，而从低压逆放气(LPD)形成的富甲烷解吸气(CH4D)的压力为0.3～0.4MPa，满足一般燃料气管网的压力要求，从非吸附相中连续产出纯度大于等于99.99％、收率大于等于98％的高纯度H2产品气而进入H2产品缓冲罐后输出，从吸附相连续流出的富甲烷解吸气(CH4D)的60％经换热2(加热)至120～160℃作为3塔浓缩气变温吸附净化系统的热再生气(HR)进行热再生(HR)，来自浓缩气(CG)缓冲罐的浓缩气(CG)作为原料气进入3塔浓缩气变温吸附净化系统中的6通道并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度为ω21的旋转阀通道并经旋转速度为ω22的圆环形旋转托盘内置管道与3个吸附塔处于吸附步骤的吸附塔进口端连接的工艺及物料管道而进入吸附塔进行吸附(A)，其中的酸气组分作为吸附质被吸附，脱除酸气组分的浓缩气为非吸附相气体——净化浓缩气(PCG)作为原料气(F)返回到原料气(F)缓冲罐中循环使用，该系统中来自4塔甲烷氢变压吸附提氢系统的富甲烷解吸气(CH4D)并经过换热2加热后作为热再生气(HR)，以及来自甲烷氢缓冲罐中的30％甲烷氢并经换热1冷却至常温作为冷再生气(CR)，冷再生(CR)产生的冷再生废气(CRW)作为中间气(IG)返回到中间气中温变压吸附系统中的一次性净化吸附器进行净化后形成的净化中间气(PIG)进入到中间气中温变压吸附系统，进一步回收有效组分H2与CO，热再生(HR)产生的热再生废气(HRW)进入以40％低压(0.3～0.4MPa)富甲烷解吸气(CH4D)作为燃料气的催化燃烧与吸收处理系统，从中产生的无害化废液/废固输出去进一步处理，产生的废气直接排放，由此，构成一个完整的以初步净化合成气为原料气“高纯度、高收率”的制取H2与CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附(FTrSRMPSA)分离与净化工艺，从预净化的合成气为原料气中获得纯度大于等于99.99％、收率大于等于98％的高纯度H2产品气(H2PG)与纯度大于等于99.9％、收率大于98％的CO产品气(COPG)。
实施例2
如图1所示，在实施例1基础上，其中的中温变压吸附浓缩系统与中温中间气变压吸附系统中的上下两个m(m＝6)及m’(m’＝6)通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度(ω1/ω1’与ω2)之间的调控匹配，为同向同步，即，逆时针方向的同向旋转，且，ω1＝ω1’＝ω2＝400～600s，同时，4塔甲烷氢PSA提氢系统中的7通道旋转阀与其相对应的圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度(ω11与ω12)为同向同步，即，逆时针方向的同向旋转，且ω11＝ω12＝300～400s，3塔浓缩气TSA净化系统中的6通道旋转阀与其相对应的圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度(ω21与ω22)为同向同步，即，逆时针方向的同向旋转，且ω21＝ω22＝800～1200s。
实施例3
如图1所示，在实施例1基础上，从原料气缓冲罐流出进入中温变压吸附浓缩系统中的m(m＝6)通道旋转阀(图1中实线表示)某一通道(如m＝1)以及连接于圆环形旋转托盘内置管道进入n吸附塔(图1中实线表示)中的n＝1吸附塔进行中温PSA浓缩工序，其吸附与解吸的循环操作步骤包括，吸附(A)-均压降(ED)/顺放(PP)-逆放(D)/冲洗(P)-均压升(ER)-终充(FR)，n吸附塔的每个吸附塔(n＝1、2、3及4)均经历该吸附与解吸的循环操作步骤，而实现吸附与解吸的循环操作步骤是通过m通道旋转阀旋转过程中的每个通道交替流过原料气(F)、中间气(IG)、一次均压降气(E1D)/一次均压升气(E1R)、作为逆放气的浓缩气(CG)/冲洗废气(PW)、顺放气(PP)/冲洗气(P)以及以原料气(F)为终充气(FR)物料及工艺气体及其流经同向同步旋转的圆环形旋转托盘上内置管道与n(n＝4)吸附塔进出口端连接的工艺管道来实现的，其中，一次均压降气(E1D)与一次均压升气(EIR)、作为解吸气(D)的浓缩气(CG)与冲洗废气(PW)以及顺放气(PP)作为冲洗气(P)与冲洗气(P)为共用通道。
实施例4
如图1所示，在实施例1基础上，从中温变压吸附浓缩系统连续产出的富含有酸气组分及少量非吸附相组分(H2与CO为主)的吸附相浓缩气(CG)进入浓缩气(CG)缓冲罐待用，同时，从中连续产出的富含H2/CO及CH4的非吸附相的中间气(IG)，经装载有一次性活性炭吸附剂的净化吸附器脱除其中的残留酸性气体杂质后所形成的净化中间气(PIG)，作为中间气中温变压吸附系统的原料气进入中间气中温变压吸附系统中的m’(m’＝6’)通道旋转阀(图1中虚线表示)某一通道(如m’＝2)以及连接于圆环形旋转托盘内置管道进入n’吸附塔(图1中虚线表示)中的n’＝1’吸附塔进行甲烷氢中温PSA工序，其吸附与解吸的循环操作步骤包括，吸附(A)-均压降(ED)/顺放(PP)-逆放(D)/冲洗(P)-均压升(ER)-终充(FR)，n’吸附塔的每个吸附塔(n’＝1’、2’、3’及4’)均经历该吸附与解吸的循环操作步骤，而实现吸附与解吸的循环操作步骤是通过m通道旋转阀旋转过程中的每个通道交替流过净化中间气(PIG)、作为逆放气(D)的CO产品气(COPG)、一次均压降气(E1D)/一次均压升气(E1R)、顺放气(PP)/冲洗气(P)、冲洗废气(PW)以及以净化中间气(COPG)为终充气(FR)物料及工艺气体及其流经同向同步旋转的圆环形旋转托盘上内置管道与n’(n’＝4’)吸附塔进出口端连接的工艺管道来实现的，其中，一次均压降气(E1D)与一次均压升气(EIR)、顺放气(PP)作为冲洗气(P)与冲洗气(P)，以及冲洗废气(PW)返回净化中间气(PIG)为共用通道，从吸附相(逆放)中连续流出纯度大于等于99.9％、收率大于98％的CO产品气进入CO产品缓冲罐后输出，同时，从非吸附相中连续产出的富含H2及CH4的非吸附相气体甲烷氢，进入4塔甲烷氢PSA提氢系统进行提取H2。
显而易见的，上面所述的实施例仅仅是本发明实施例中的一部分，而不是全部。基于本发明记载的实施例，本领域技术人员在不付出创造性劳动的情况下得到的其它所有实施例，或在本发明的启示下做出的结构变化，凡是与本发明具有相同或相近的技术方案，均落入本发明的保护范围之内。

Claims (4)

1.合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其特征在于，所述的全温程模拟旋转移动床变压吸附系统，包括一n个吸附塔的多塔中温变压吸附浓缩系统，其中n为4≤n≤10的自然整数、一n’个吸附塔的多塔中温中间气变压吸附系统，其中n’为4≤n’≤10的自然整数、一个4塔甲烷氢变压吸附提氢系统、一个3塔浓缩气变温吸附净化系统、CO产品气缓冲罐、H2产品气缓冲罐、原料气缓冲罐、甲烷氢缓冲罐、浓缩气缓冲罐、供冷热再生气换热的换热1、供冷热再生气换热的换热2、中间气一次性净化吸附器、甲烷氢压缩机、催化燃烧与吸收处理系统以及相应的物料与工艺管道，多塔中温变压吸附浓缩系统与多塔中温中间气变压吸附系统是由n吸附塔与n’吸附塔分别均匀间隔安置在一个以旋转速度为ω2秒/周转的圆环形旋转托盘上的n+n’个吸附塔及相应的驱动机构、m个通道与m’个通道并安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω1秒/周转与ω1’秒/周转的上下两个独立旋转的多通道旋转阀，其中m为满足5≤m≤36的自然整数，m’为满足5≤m’≤36的自然整数，上旋转阀简称“m通道旋转阀”，下旋转阀简称“m’通道旋转阀”，其m与m’通道进出口端分别通过与圆环形旋转托盘内置管道及对应的n吸附塔/n’吸附塔进出口端相连，连接原料气缓冲罐、浓缩气缓冲罐、甲烷氢缓冲罐、CO产品缓冲罐及中间气净化吸附器的物料与工艺管道分别与m/m’通道旋转阀进出口、旋转托盘内置管道进出口及n/n’吸附塔进出口端相连所组成，由此构成一个完整的以初步净化合成气为原料气的制取H2与CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA分离与净化工艺，从预净化的合成气为原料气中获得纯度大于等于99.99%、收率大于等于98%的高纯度H2产品气H2PG与纯度大于等于99.9%、收率大于98%的CO产品气COPG；
4塔甲烷氢变压吸附提氢系统是由一个装载有多种吸附剂的4个轴向流的轴向流固定复合床层吸附塔安置在一个旋转速度为ω12的圆环形旋转托盘及相应的驱动机构、安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω11的7通道旋转阀，其7个通道进出口端分别通过与圆环形旋转托盘内置管道及对应的4个吸附塔进出口端相连，连接甲烷氢缓冲罐及甲烷氢压缩机的物料与工艺管道与7通道旋转阀进出口、旋转托盘内置管道进出口及4个吸附塔进出口端相连所组成， 3塔浓缩气变温吸附净化系统是由装载有一种或多种吸附剂的3个轴向流的轴向流固定床层吸附塔安置在一个以旋转速度为ω22的圆环形旋转托盘上的3个吸附塔及相应的驱动机构、有6个通道并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度为ω21的旋转阀、H2产品气缓冲罐、甲烷氢缓冲罐、浓缩气缓冲罐、冷再生废气返回中温变压吸附系统的一次性净化吸附器、净化浓缩气返回至原料气缓冲罐、催化燃烧与吸收系统，以及连接6通道旋转阀进出口、圆环形旋转托盘内置管道进出口、3个吸附塔进出口、H2产品气缓冲罐进出口、甲烷氢缓冲罐进出口、浓缩气缓冲罐进出口、催化燃烧与吸收系统的进出口以及相应的物料与工艺管道所组成；
甲烷氢作为冷再生气对3塔浓缩气变温吸附净化系统进行冷却再生产生的冷再生废气作为中间气返回到中温中间气变压吸附系统，从4塔甲烷氢变压吸附提氢系统流出的富甲烷解吸气一部分作为3塔浓缩气变温吸附净化系统的热再生气进行加热再生，一部分富甲烷解吸气作为燃烧气为催化焚烧提供燃料；
所述的中温变压吸附浓缩系统与中温中间气变压吸附系统中的m及m’通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度ω1/ω1’与ω2之间的调控匹配，包括，1）同向同步，顺时针或逆时针方向的同向旋转，且，ω1=ω1’=ω2≠0，2）同向异步，顺时针或逆时针方向的同向旋转，且，ω1=ω1’＞ω2，或ω1=ω1’＜ω2，或ω1=ω1’≠0，且ω2=0，或ω1=ω1’=0，且ω2≠0，3）异向同步，顺时针/逆时针或逆时针/顺时针的异向旋转，且，ω1=ω1’=ω2≠0，4）异向异步，顺时针/逆时针或逆时针/顺时针的异向旋转，其中，ω1与ω1’始终同向同步；
具体工艺流程为，经过初步净化后的合成气为原料气，从原料气缓冲罐流出进入中温变压吸附浓缩系统中的m通道旋转阀通道以及连接于圆环形旋转托盘内置管道进入n吸附塔中的某个吸附塔进行中温变压吸附浓缩工序，从系统中连续产出的富含有酸气组分及少量非吸附相组分的吸附相浓缩气CG进入浓缩气CG缓冲罐待用，同时，从系统中连续产出的富含H2/CO及CH4的非吸附相的中间气IG，经装载有一次性活性炭吸附剂的净化吸附器脱除其中的残留酸性气体杂质后所形成的净化中间气PIG，作为中间气中温变压吸附系统的原料气进入中间气中温变压吸附系统中的m’通道旋转阀通道以及连接于圆环形旋转托盘内置管道进入n’吸附塔中的吸附塔进行甲烷氢中温变压吸附工序，从该工序吸附塔的吸附相中连续流出纯度大于等于99.9%、收率大于98%的CO产品气进入CO产品缓冲罐后输出，同时，从非吸附相中连续产出的富含H2及CH4的非吸附相气体甲烷氢，一部分经压缩机压缩至2.0~2.6MPa后进入4塔甲烷氢变压吸附提氢系统，其中的低压逆放气LPD形成的富甲烷解吸气CH4D的压力为0.3~0.4MPa，满足一般燃料气管网的压力要求，从非吸附相中连续产出纯度大于等于99.99%、收率大于等于98%的高纯度H2产品气而进入H2产品缓冲罐后输出，从吸附相连续流出的富甲烷解吸气CH4D一部分经换热2加热至120~160℃作为3塔浓缩气变温吸附净化系统的热再生气HR进行热再生HR，来自浓缩气CG缓冲罐的浓缩气CG作为原料气进入3塔浓缩气变温吸附净化系统中的6通道并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度为ω21的旋转阀通道并经旋转速度为ω22的圆环形旋转托盘内置管道与3个吸附塔处于吸附步骤的吸附塔进口端连接的工艺及物料管道而进入吸附塔进行吸附A，其中的酸气组分作为吸附质被吸附，脱除酸气组分的浓缩气为非吸附相气体——净化浓缩气PCG作为原料气F返回到原料气F缓冲罐中循环使用，该系统中来自4塔甲烷氢变压吸附提氢系统的富甲烷解吸气CH4D并经过换热2加热后作为热再生气HR，以及来自甲烷氢缓冲罐中的一部分甲烷氢并经换热1冷却至常温作为冷再生气CR，冷再生CR产生的冷再生废气CRW作为中间气IG返回到中间气中温变压吸附系统中的一次性净化吸附器进行净化后形成的净化中间气PIG进入到中间气中温变压吸附系统，进一步回收有效组分H2与CO，热再生HR产生的热再生废气HRW进入以一部分低压0.3~0.4MPa富甲烷解吸气CH4D作为燃料气的催化燃烧与吸收处理系统，从中产生的无害化废液/废固输出去进一步处理，产生的废气直接排放。
2.如权利要求1所述的合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其特征在于，同向同步与同向异步的顺时针或逆时针方向的同向旋转且ω1=ω1’＞ω2，或ω1=ω1’≠0，且ω2=0，或ω1=ω1’=0，且ω2≠0，且，ω1与ω1’始终同向同步。
3.如权利要求1所述的合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其特征在于，所述的3塔浓缩气变温吸附净化系统中的每一个吸附塔随着6通道旋转阀与圆环形旋转托盘同向同步旋转而经历相同的吸附A-热再生HR-冷再生CR的吸附与再生的变温吸附循环操作步骤，且6通道旋转阀旋转速度ω21及圆环形旋转托盘旋转速度ω22的取值范围与中温变压吸附浓缩及中温中间气变压吸附系统中的m及m’通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度ω1/ω1’与ω2之间的调控匹配有关，又与4塔甲烷氢变压吸附提氢系统的7通道旋转阀旋转速度ω11及圆环形旋转托盘旋转速度ω12有关。
4.如权利要求1所述的合成气分离提取H2/CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其特征在于，所述的多塔中温变压吸附浓缩系统与所述的多塔中温中间气变压吸附系统的n吸附塔及n’吸附塔中，分别装载有三氧化二铝、硅胶、活性炭、分子筛、碳分子筛的一种或多种组合吸附剂，以及装载有活性炭、CO选择性高的CO分子筛、负载活性组分的CO分子筛的一种或多种组合吸附剂，两个系统中的吸附塔内装载二种及以上的多种组合吸附剂形成复合吸附剂床层。
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